KR20090094702A

KR20090094702A - 벤젠 회수 유닛의 열량 회수 방법

Info

Publication number: KR20090094702A
Application number: KR1020080019807A
Authority: KR
Inventors: 이정석; 신현삼; 김미경; 김준호; 신익기
Original assignee: 주식회사 엘지화학; 주식회사 에젤
Priority date: 2008-03-03
Filing date: 2008-03-03
Publication date: 2009-09-08
Also published as: KR101171986B1

Abstract

본 발명은 벤젠 회수 유닛 증류탑 상부 생성물 및 열매의 열 교환을 수행하는 제 1 단계; 및 제 1 단계에서 열 교환이 수행된 열매 및 납사 분해 공장 증류탑 하부 생성물의 열 교환을 수행하는 제 2 단계를 포함하는 벤젠 회수 유닛의 열량 회수 방법에 관한 것이다. 본 발명에 따르면, 벤젠 회수 유닛에서 발생하는 열량을 에탄 분리탑, 프로판 분리탑, 부탄 분리탑, C3 탄화수소 분리탑 및/또는 올리고머 분리탑과 같은 납사 분해 공장 내의 다른 시설에서 다시 활용할 수 있게 되어 공장 전체의 에너지 비용을 절감할 수 있다.

납사 분해 공장, 벤젠 회수 유닛, 열매, 열교환기, 벤젠 분리탑, 재생 탑, 에탄 분리탑, 프로판 분리탑, C9 탄화수소 분리탑

Description

벤젠 회수 유닛의 열량 회수 방법 {Method for recovering heat quantity of Benzene Recovery Unit}

본 발명은 벤젠 회수 유닛에서 발생하는 열량을 납사 분해 공장 내의 다른 시설에서 활용할 수 있도록 하는 열량 회수 방법에 관한 것이다.

납사 분해 공장(Naphtha Cracking Center; 이하 『NCC』라 칭함)은 가솔린 유분인 납사(nathpha)를 약 750 내지 800℃의 온도에서 열 분해하여 석유 화학 제품의 기초 원료인 에틸렌, 프로필렌, 부틸렌 및 BTX(Benzene·Toluene·Xylene) 등을 생산하는 시설이다.

이러한 납사 분해 공장을 구성하는 유닛 중 벤젠 회수 유닛(Benzene Recovery Unit; 이하 『BRU』라 칭함)은 납사를 원료로 에틸렌 및 프로필렌 등을 생산하는 과정의 부산물인 열분해 가솔린(Raw Pyrolysis Gasoline; 이하『RPG』라 칭함)을 사용하여 벤젠을 생산하는 유닛으로서, 상기 유닛에서 진행되는 공정은 크게 분해 가솔린 수첨(Gasoline Hydrogenation; 이하 『GHT』라 칭함) 공정, 선분류 공정(Prefraction; 이하 『PF』라 칭함), 추출(Extraction; 이하 『EXT』라 칭함) 공정 및 탈알킬화 (Hydrodealkylation; 이하 『HDA』라 칭함) 공정으로 분류될 수 있다.

상기 중 GHT 공정은 RPG를 원료로 수소 첨가 및 탈황 반응을 진행한 후, 탄소수 5의 탄화수소 및 탄소수 6 이상의 탄화수소를 분리하는 공정이다. 이와 같은 GHT 공정은 다양한 방식으로 수행되고 있는데, 그 대표적인 예를 살펴보면 다음과 같다. 첫 번째 방식은 수소 첨가 반응이 수행되는 1차 GHT 반응기; 수소 첨가 및 탈황 반응이 진행되는 2차 GHT 반응기; 및 탄소수 5의 탄화수소가 분리되는 펜탄 분리탑(depentanizer)에 원료인 RPG를 순차 경유시키는 방식이다. 또한, 상기 GHT 공정은 수소 첨가 반응이 진행되는 1차 GHT 반응기; 탄소수 5의 탄화수소가 분리되는 펜탄 분리탑; 수소 첨가 반응이 진행되는 2차 GHT 반응기; 및 탈황 반응이 진행되는 탈거 장치(stripper)를 RPG가 순차 경유하는 방식으로 수행되기도 한다. 이와 같이 GHT 공정은 다양한 방식으로 수행될 수 있으나, 어느 경우이든 탄소수 5의 탄화수소 및 탄소수 6 이상의 탄화수소가 생산되며, 이 중 후자는 PF 공정의 헥산 분리탑(dehexanizer)으로 보내지게 된다.

상기 PF 공정을 수행하는 유닛은 헥산 분리탑 및 C9 탄화수소 분리탑으로 구성된다. GHT 공정으로부터 도입된 원료는 우선 헥산 분리탑으로 도입되며, 여기에서 탄소수 6의 탄화수소 및 탄소수 7 이상의 탄화수소로 분리되게 된다. 상기 중 탄소수 6의 탄화수소는 EXT 공정으로 도입되고, 탄소수 7 이상의 탄화수소는 C9 탄화수소 분리탑에서 탄소수 10 이상의 탄화수소 및 탄소수 7 내지 9의 탄화수소로 분리된 후, 후자가 HDA 공정으로 도입되게 된다.

EXT 공정은 PF 공정에서 생산된 탄소수 6의 탄화수소로부터 벤젠 등을 생산하는 공정이며, 상기 공정은 추출기(extractor), 탈거 장치(stripper) 및 재생 탑(recovery tower) 등의 장치를 사용하여 수행된다. 또한, HDA 공정은 PF 공정으로부터 도입된 탄소수 7 이상의 탄화수소를 원료로, 고온 고압 반응기에서의 탈알킬화 공정을 통해 벤젠을 생산한 후, 이를 EXT 공정에서 생산된 벤젠과 함께 벤젠 분리탑에 도입함으로써 고순도의 벤젠을 생산하는 공정이다.

전술한 벤젠 회수 공정을 수행하는 유닛의 구성 장치 중 가장 중요한 것은 원료에 포함된 다성분 물질을 각각의 비점 차이에 의해 분리하는 분리탑(증류탑)이며, 이러한 분리탑은 일반적으로 도 1에 나타난 바와 같이 구성된다. 도 1을 참조로 분리탑의 작동 원리를 개략적으로 설명한다. 분리탑에 원료(FEED)가 도입되면, 탑 내부에서는 재비기(reboiler)(1)에서 증발된 증기가 상부(탑정) 방향으로 올라가고, 응축기(2)에서 응축된 액체는 환류되어 하부(탑저) 방향으로 흐르게 된다. 탑 내부에서 상기 증기와 액체가 접촉하면, 증기는 응축되고 액체는 증발하게 되는데, 이 때 비점이 낮은 성분은 증발되는 경향이 강하고, 비점이 높은 성분은 응축되는 경향이 강하여 탑정으로 갈수록 저비점 성분의 농도가 증가한다. 이에 따라 분리탑 상부에서는 순수한 저비점 성분의 증기가 얻어지게 되는데, 상기 증기는 응축기(2)에 의해 응축되어 일부는 제품으로 생산되고, 일부는 탑정으로 다시 환류된다. 한편, 환류된 응축액(환류액)은 상부로 올라오는 고비점 성분을 응축시켜 탑저로 보내는데 사용된다. 또한, 탑저에서 배출되는 고비점 성분 역시 일부는 제품으 로 생산되고, 다른 일부는 재비기에서 다시 증발된 후 분리탑 하단으로 보내져 탑 내부 성분을 증발시키는데 사용된다.

분리탑에서는 상기와 같은 원료 유입, 재비기(1)에 의한 증발 및 응축기(2)에 의한 응축과 환류 과정이 반복되면서, 고순도의 제품이 생산되는데, 이 때 순환되는 환류액에 따라 막대한 양의 에너지, 즉 스팀이 사용된다. 따라서, 이와 같은 분리탑이 복수개 조합되어 구성되는 벤젠 회수 유닛 역시 다량의 스팀이 요구되는데, 그 양은 벤젠 회수 유닛의 경우 8만톤 이상, 공장을 구성하는 다른 유닛의 경우를 합하면 연간 26만톤에 이르고 있다.

그런데 실제 생산 공정에서는 상기와 같이 다량 소요되는 스팀의 대부분을 외부로부터의 매입에 의존하고 있고, 이에 따른 경제적 손실이 매우 크다. 이와 같은 경제적 손실을 보상하는 방법으로 벤젠 회수 유닛에서 생산되는 배출물 중 공정 상의 이유로 강제 냉각되고 있는 열량을 다시 활용하는 방법을 생각할 수 있다. 그러나, 상기와 같은 방안은 BRU 배출물의 열량 부족 및 가동 조건의 변경 곤란 등의 문제점으로 인해 실현이 용이하지 않고, 이에 따라 BRU에서 발생하는 열량을 재활용할 수 있는 기술은 현재까지 전무한 실정이다.

본 발명은 전술한 문제점을 고려하여 이루어진 것으로, 기존에 벤젠 회수 유닛에서 강제 냉각되고 있던 열량을 공장 내의 다른 시설에서 다시 활용할 수 있도록 하여 공장 전체의 에너지 비용을 절감할 수 있도록 하는 열량 회수 방법을 제공하는 것을 목적으로 한다.

본 발명은 상기 과제를 해결하기 위한 수단으로서, 벤젠 회수 유닛 증류탑 상부 생성물 및 열매의 열 교환을 수행하는 제 1 단계; 및 제 1 단계에서 열 교환이 수행된 열매 및 납사 분해 공장 증류탑 하부 생성물의 열 교환을 수행하는 제 2 단계를 포함하는 벤젠 회수 유닛의 열량 회수 방법을 제공한다.

상기 본 발명의 열량 회수 방법에서는 사용되는 열매가 물 또는 유기 용매인 것이 바람직하다.

또한, 본 발명의 열량 회수 방법의 제 1 단계에서 열 교환되는 벤젠 회수 유닛 증류탑은 벤젠 분리탑, 재생 탑, 헥산 분리탑 및 C9 탄화수소 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상일 수 있다.

상기 본 발명의 열량 회수 방법에서는 제 1 단계에서 교환되는 열량이 3 Gcal/hr 내지 30 Gcal/hr의 범위에 있는 것이 바람직하다.

또한, 본 발명의 열량 회수 방법의 제 1 단계는 벤젠 회수 유닛 증류탑의 상 부 온도를 90℃ 내지 125℃로 유지하는 단계 및/또는 제 1 단계에서 열 교환된 열매를 가압하는 단계를 추가로 포함할 수 있다.

상기 본 발명의 열량 회수 방법에서는 제 2 단계의 납사 분해 공장 증류탑이 에탄 분리탑, 프로판 분리탑, 부탄 분리탑, C3 탄화수소 분리탑 및 올리고머 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상일 수 있으며, 또한 상기 제 2 단계에서 교환되는 열량이 3 Gcal/hr 내지 30 Gcal/hr의 범위에 있는 것이 바람직하다.

상기 본 발명의 열량 회수 방법은 제 2 단계에서 열 교환이 수행된 열매를 벤젠 회수 유닛으로 회수하는 단계를 추가로 포함할 수 있다.

발명의 방법에 의하면, 기존에는 사용처를 찾지 못하여 버려지고 있던 벤젠 회수 유닛에서 발생한 열량을, 에탄 분리탑, 프로판 분리탑, 부탄 분리탑, C3 탄화수소 분리탑 및/또는 올리고머 분리탑과 같은 납사 분해 공장 내의 다른 시설에서 활용할 수 있게 되어, 공장 전체의 에너지 비용을 절감할 수 있다.

본 발명은, BRU 증류탑 상부 생성물 및 열매의 열 교환을 수행하는 제 1 단계; 및

제 1 단계에서 열 교환이 수행된 열매 및 NCC 증류탑 하부 생성물의 열 교환을 수행하는 제 2 단계를 포함하는 BRU 열량 회수 방법에 관한 것이다. 본 발명의 방법에 의하면, 기존에는 공정 상의 이유로 강제 냉각되던 BRU의 열량을 NCC 내의 다른 시설에서 활용할 수 있게 되어, 공장 전체의 에너지 비용을 절감할 수 있는 이점이 있다.

이하, 본 발명의 열량 회수 방법을 보다 상세히 설명하며, 이를 위하여 사용되는 기호의 의미를 정의하면 다음과 같다. 즉, 본 발명의 명세서에서 사용되는 기호 『Cn』은 탄소수 n의 탄화수소를 의미하고, 『Cn-m』은 탄소수 n 내지 m의 탄화수소를 의미하며, 『Cn+』 및 『Cn-』는 각각 탄소수 n 이상 및 n 이하의 탄화수소를 의미한다.

본 발명은 벤젠 회수 공정을 수행하는 증류탑 상부 생성물이 갖는 열량을 회수하여, 이를 NCC 내의 다른 시설에서 활용할 수 있도록 한 것을 특징으로 하며, 본 발명의 보다 명확한 이해를 위하여 첨부된 도면을 참조로 BRU에서 수행되는 공정을 개략적으로 설명하면 다음과 같다. 즉, BRU에서 수행되는 주요 공정으로는 GHT 공정, PF 공정 EXT 공정 및 HDA 공정을 들 수 있는데, 이 중 GHT 및 PF 공정이 수행되는 과정은 첨부된 도 2, EXT 공정이 수행되는 과정은 도 3, 그리고 HDA 공정이 수행되는 과정은 도 4에 나타나 있다.

도 2에 나타난 바와 같이 GHT 공정에서는 우선 RPG가 1차 GHT 반응기(3)로 도입되어 수첨 공정이 진행되며, 이에 의해 원료 내의 디올레핀이 파라핀으로 전환된다. 이어서, 상기 1차 GHT 반응기(3)의 하부 생성물 중 일부는 분리기(F1) 등을 거쳐 2차 GHT 반응기(4)로 도입되고, 일부는 냉각기(C1)에서 강제 냉각되어 1차 GHT 반응기(3)로 재회수된다. 상기 2차 GHT 반응기(4)에서는 원료 중 미반응 올레핀이 수첨 반응에 의해 파라핀으로 전환되고, 황이 탈황 공정에 의해 황화 수소로 전환, 제거된다. 이어서, 2차 GHT 반응기(4)의 하부 생성물은 복수의 열교환기(E1, E2, E3, E4)를 거친 후, 냉각기(C2) 및 분리기 (F2)를 순차로 경유하여 펜탄 분리탑(5)으로 도입된다. 상기 펜탄 분리탑(5)에서는 도입된 원료가 C5 및 C6+로 분리되며, 이 중 C6+는 PF 공정으로 도입되게 된다.

PF 공정에서는 먼저 C6+가 헥산 분리탑(6)으로 도입되는데, 상기 C6+는 헥산 분리탑(6)에서 C6 및 C7+로 분리된다. 이어서 분리된 C6는 EXT 공정으로 도입되고, C7+는 C9 탄화수소 분리탑(7)을 거쳐 HDA 공정으로 도입되게 된다. EXT 공정에서는 PF 공정에서 생산된 C6이 추출기(extractor)(8)에서의 추출; 탈거 장치(stripper)(9)에서의 탈거 및 재생 탑(recovery tower)(10)에서의 재생 공정을 거쳐 벤젠으로 전환되며, 이는 벤젠 분리탑(13)으로 도입되어 고순도의 벤젠으로 정제된다(도 3 참조). 한편, HDA 공정에서는 C9 탄화수소 분리탑(7)에서 분리된 C10+ 및 C7-9 중 후자를 원료로 하여 벤젠을 생산한다. 구체적으로 상기 원료(C7-9)는 펌프에 의해 순환하면서, HDA 반응기(11)로 도입되어 탈알킬화 반응을 통해 벤젠이 생산된다. 이와 같이 생산된 벤젠은 다시 정합탑(stabilizer)(12)을 거친 후에, EXT 공정에서 생산된 벤젠과 함께 벤젠 분리탑(13)으로 도입되고, 이는 재생 탑(recycle tower)(14) 등을 거쳐 고순도 벤젠으로 정제되게 된다(도 4 참조).

이상 BRU에서 수행되는 각 공정에 대하여 개략적으로 설명하였으나, 상기는 본 발명의 열량 회수 방법이 적용될 수 있는 BRU 공정의 일 태양에 불과하다. 즉, BRU 공정은 다양한 방식으로 변형되어 수행될 수 있다. 예를 들면 상기 GHT 공정은 원료인 RPG가 수첨 반응이 진행되는 1차 GHT 반응기; C5 및 C6+의 분리가 수행되는 펜탄 분리탑; 상기 C6+에 대해 수첨 반응이 진행되는 2차 GHT 반응기; 및 탈황 공정이 진행되는 탈거 장치를 순차로 경유하는 방식으로 수행될 수 있다. 또한, 상기 BRU 공정에서는 분리 효율 등의 관점에서 벤젠 분리탑과 같은 분리탑을 복수개 연결시켜 분리 공정을 수행할 수도 있다.

본 발명의 제 1 단계는 상기와 같이 수행되는 BRU 공정에서 BRU 증류탑 상부 생성물이 갖는 열량을 열매로 전달하여 열 교환을 수행하는 단계이다. 본 발명에서 상기와 같은 열 교환을 수행하는 방법은 특별히 한정되지 않는다. 예를 들면, 상기 열 교환은 회수하려는 열량을 갖는 BRU 증류탑 상부 생성물이 흐르는 배관에 열교환기를 설치하고, 상기 열교환기로 열매를 통과시키는 방법으로 수행될 수 있다. 이 분야의 평균적 기술자는 바람직한 열교환기의 종류, 그 설치 장소 및 방법 등을 용이하게 선택할 수 있다.

또한, 본 발명의 제 1 단계에서 열 교환을 위하여 사용되는 열매의 종류도 특별히 한정되지 않는다. 예를 들면, 본 발명에서는 물 또는 유기 용매 등과 같이 이 분야의 통상적인 열매를 제한 없이 사용할 수 있다. 상기에서 유기 용매의 구체적인 종류 역시 100℃ 이상에서 사용될 수 있는 것이라면 특별히 한정되지 않고, 예를 들면 다우썸(Dowtherm)(Dow Chem(제)), 써미놀 VP-1(Therminol VP-1)(Solutia(제)), 디필(Diphyl)(Lanxess(제)) 및/또는 썸 S300(Therm S300)(Nippon Steel(제)) 등을 포함한 비페닐(biphenyl) 혼합물 등과 같은 이 분야에서 공지되 고, 100℃ 이상의 고온에서 사용할 수 있는 일반적인 열매를 제한 없이 사용할 수 있다.

상기 제 1 단계에서 열 교환이 수행되는 BRU 증류탑의 구체적인 예로는 벤젠 분리탑, 재생 탑, 헥산 분리탑 및 C9 탄화수소 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상을 들 수 있다. 상기 중 대표적인 BRU 증류탑의 기존 설계 조건의 일 태양은 하기 표 1과 같다(하기 표 1에 제시된 설계 조건은 전체 공장의 규모 및 생산량 등에 따라 변동될 수 있다.).

[표 1]

	BRU 설계 조건
	냉각 전 온도 (℃)	냉각 열량 ( Gcal / hr )	냉매	냉각 후 온도 (℃)
제1 벤젠 분리탑	99	3.88	Air	71
제2 벤젠 분리탑	99	2.59	CW	71
재생 탑	121	1.41	Air/CW	86
헥산 분리탑	99	3.91	CW	77

상기 표 1에 나타난 바와 같이, 기존 BRU 설계 조건에서는, BRU 증류탑 상부의 생성물이 갖는 열량을 공기 또는 냉각수(cooling water) 등에 의해 냉각 처리하고 있었으나, 본 발명에서는 BRU 및 NCC간의 열 교환 루프의 재구성을 통하여 상기 냉각 처리되던 열량을 재활용하게 된다. 또한, 본 발명에서 열교환되는 BRU 증류탑의 종류는 상기한 것에 제한되지 않으며, 필요에 따라서는 GHT 반응기 및 벤젠 생성물 냉각기 등으로부터 추가적인 열량이 NCC에 공급될 수 있도록 열교환 루프를 설계할 수도 있다.

특별히 한정되는 것은 아니지만, 본 발명의 상기 제 1 단계에서 BRU 증류탑에서 열매로 교환되는 열량 범위는 3 Gcal/hr 내지 30 Gcal/hr인 것이 바람직하다. 상기 범위가 3 Gcal/hr 미만이면, 투자액의 회수 기간이 길어져서 투자 경제성이 낮고, 또한 공장 내 다른 시설에서 활용되기 어려워질 우려가 있으며, 30 Gcal/hr를 초과하면, 전력 공급을 위한 추가적인 설비 투자가 필요하게 되어 경제성이 떨어질 우려가 있다.

본 발명의 열량 회수 방법에서는 또한 상기 BRU 증류탑 상부의 온도를 90℃ 내지 125℃의 범위로 제어하는 단계를 추가로 수행할 수 있다. 이와 같은 BRU 증류탑 상부 온도 제어는 상기 제 1 단계에서 열매로 교환된 열량이 NCC 내의 다른 시설에서 바람직하게 사용될 수 있는 최적의 범위에 속할 수 있도록 하기 위해서 수행된다. 즉, 기존에 BRU의 열량 회수가 어려웠던 원인 중 하나는 BRU에서 발생한 열량이 NCC 내 다른 시설에서 활용되기에는 부족하였기 때문이다. 이에 따라 본 발명에서는 기존에 부족했던 열량을 보충하기 위한 수단 중 하나로서, 상기 온도 제어 단계를 추가로 수행할 수 있다. 이와 같은 온도 제어 단계를 수행한 후에, 각각의 BRU 증류탑 상부 온도 및 회수될 수 있는 열량의 범위의 일 태양은 하기 표 2와 같다(하기 표 2에 제시된 범위는 전체 공장의 규모 및 생산량 등에 따라 변동될 수 있다.).

[표 2]

	온도 제어 후 BRU 설계 조건
	온도 (℃)	열량 ( Gcal / hr )
제1 벤젠 분리탑	100.6	4.1
제2 벤젠 분리탑	101.3	2.8
재생 탑	121	1.41
헥산 분리탑	100.1	4.1

상기와 같은 BRU 증류탑 상부 온도를 제어는 열매가 유기 용매인 경우에 특히 바람직하게 사용될 수 있다. 이 때 제어 방법은 특별히 한정되지 않고, 예를 들면 BRU 증류탑을 적절히 가압 운전함으로써 수행할 수 있다. 이 경우 가압 조건 등 구체적인 구동 조건은 각각의 증류탑의 종류 및/또는 목적하는 분리 효율에 따라 달라지는 것으로 특별히 한정되지 않으며, 이 분야의 평균적 기술자는 목적하는 분리 효율을 해치지 않으면서, 증류탑 상부 온도가 전술한 범위에 속할 수 있는 조건을 용이하게 선택할 수 있다.

본 발명에서는 또한, 열매의 열량을 보충하기 위한 다른 수단으로서, 열 교환된 열매를 가압하는 단계를 추가로 수행할 수 있다. 이러한 열매의 가압 단계는 열매가 물인 경우에 특히 바람직하게 사용할 수 있다. 이와 같은 가압을 수행하는 방법은 특별히 한정되지 않으며, 예를 들면 열 교환된 열매가 흐르는 배관의 적절한 위치에 증기 압축기(steam compressor)를 설치하고, 이를 통해 열매를 가압하는 방법을 사용할 수 있다. 이와 같이 열매(바람직하게는 물(증기))를 가압하는 경우 가압된 열매는 온도가 110℃ 내지 147℃이며, 압력이 1.5 KCA(kg/cm²a) 내지 4.5 KCA(kg/cm²a)인 것이 바람직하다. 열매의 온도 및/또는 압력이 전술한 범위를 벗어날 경우 열매가 갖는 열량이 부족해져서 다른 시설에서의 활용이 곤란해지거나, 또는 경제성이 저하될 우려가 있다.

본 발명의 제 2 단계는 상기 제 1 단계에서 열 교환된 열매를 NCC 공장 내의 다른 증류탑으로 이송하여, 상기 증류탑의 하부 생성물과 열매의 열 교환을 수행하는 단계이다. 이 때 열 교환을 수행하는 방법은 특별히 한정되지 않으며, 예를 들면 상기 제 1 단계에서와 같이 적절한 열교환기를 사용하여 수행될 수 있다.

NCC는 납사(naphtha)를 사용하여 분해, 급냉, 압축 및 정제 공정 등을 거쳐 제품을 생산하는 시설이며, 역시 메탄 분리탑(demethanizer), 에탄 분리탑(deethanizer), 프로판 분리탑(depropanizer), 부탄 분리탑(debutanizer), C3 탄화수소 분리탑 및 올리고머 분리탑 등 다수의 증류탑으로 구성되어 있다. 상기 중 대표적인 분리탑의 기존 설계 조건의 일 태양을 살펴보면 하기 표 3과 같다(하기 표 3에 제시된 설계 조건은 전체 공장의 규모 및 생산량 등에 따라 변동될 수 있다.).

[표 3]

	NCC 설계 조건
	Feed 유량 (T/H)	재비기 온도 (℃)	열원	열량 ( Gcal / hr )
에탄 분리탑	187.2	93	LS	9.33
프로판 분리탑	91.5	85	LS	6.11
부탄 분리탑	46.2	100	LS	5.01
C3 탄화수소 분리탑	44.5	52.3	QW	35.08
올리고머 분리탑	45.5	52	LS	3.30

LS; Low-pressure Steam

QW: Quench Water

본 발명의 제 2 단계에서는 제 1 단계에서 BRU 증류탑의 열량을 회수한 열매를 NCC 공장으로 이송하고, 상기와 같은 증류탑의 전부 또는 일부로 열량을 공급한다. 특별히 한정되는 것은 아니나, 본 발명의 제 2 단계에서 열량이 교환되는 NCC 증류탑은 에탄 분리탑, 프로판 분리탑, 부탄 분리탑, C3 탄화수소 분리탑 및 올리고머 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상인 것이 바람직하다.

또한 상기 제 2 단계에서 교환되는 열량은 3 Gcal/hr 내지 30 Gcal/hr의 범위에 있는 것이 바람직하다. 상기 범위가 3 Gcal/hr보다 작으면, 투자액의 회수 기간이 지나치게 길어질 우려가 있고, 30 Gcal/hr를 초과하면, 추가적인 설비 투자가 필요하여 경제성이 떨어진다.

본 발명에서는 또한, 전술한 제 2 단계에서 열 교환을 수행한 열매를 BRU의 증류탑으로 회수하는 단계를 추가로 포함할 수 있다. 이와 같이 회수된 열매는 다시 BRU 증류탑 상부 생성물과의 열 교환에 사용될 수 있으며, 이에 따라 공정 효율을 보다 향상시킬 수 있게 되는 이점이 있다.

이하, 첨부된 도면을 참조로 하여, 본 발명의 열량 회수 방법의 일 태양을 개략적으로 설명한다. 첨부된 도 5은 본 발명의 일 태양에 따라서 구성된 NCC와 BRU간의 열 교환 루프를 나타내는 모식도이다.

즉, 본 발명의 일 태양에 따르면 NCC 및 BRU를 연결하는 열 교환 루프는 도 5에 나타난 바와 같이 구성될 수 있다. 우선, 열 교환이 수행될 BRU 증류탑(벤젠 분리탑(13-1, 13-2), 재생 탑(14) 및/또는 헥산 분리탑(7) 등) 상부 생성물이 흐르는 배관에 열교환기(E5, E6, E7, E8)가 설치된다. 한편, 상기 제 1 단계에서 열 교환이 수행된 열매가 합쳐져서 흐르는 배관은 NCC의 증류탑(에탄 분리탑(15) 및/또는 프로판 분리탑(16) 등) 하부에 설치된 열교환기(E9, E10)와 연결되도록 설치된다. 본 발명에서는 또한 열매의 온도 제어 또는 스팀 생산 등을 목적으로 상기 배관 상에 별도의 열교환기(E11)를 설치하거나, 또는 도면에는 도시되어 있지 않으나, 열 교환된 열매의 가압을 위한 증기 압축기를 추가로 설치할 수 있다.

본 발명의 제 1 단계에서는 BRU 증류탑 상부 생성물이 열교환기(E5, E6, E7, E8)가 설치된 배관을 통해 흐르면서 열매와의 열 교환이 수행된다. 상기 열교환기에서 열 교환이 수행된 열매는 배관을 따라 흐르다가 서로 합쳐지게 되고, 합쳐진 열매는 NCC로 도입되게 된다. 이어서 본 발명의 제 2 단계에서는 NCC로 도입된 열매가 배관을 따라 NCC 증류탑(15, 16) 하부의 열교환기(E9, E10)을 경유하면서, 상기 NCC 증류탑 하부 생성물과의 열교환을 수행한다. 본 발명에서는 또한 NCC 증류탑 하부 생성물과의 열 교환이 종료된 열매가 다시 BRU로 회수하도록 배관(A)을 설 계함으로써, 공정 효율을 추가로 향상시킬 수도 있다.

이상 설명한 BRU 열량 회수 방법은 본 발명의 일 태양에 불과하며, 본 발명에서는 발명의 목적을 해치지 않는 범위에서, 상기 배관의 연결 상태, 열교환기의 수 및/또는 증류탑의 종류 등의 조건을 자유롭게 변경하여 BRU 열량 회수를 수행할 수 있다

도 1은 일반적인 분리탑(증류탑)의 형태를 나타내는 모식도이다.

도 2는 BRU에서 수행되는 GHT 및 PF 공정의 개략적인 흐름을 나타내는 모식도이다.

도 3는 BRU에서 수행되는 EXT 공정의 개략적인 흐름을 나타내는 모식도이다.

도 4는 BRU에서 수행되는 HDA 공정의 개략적인 흐름을 나타내는 모식도이다.

도 5는 본 발명의 일 태양에 따른 열량 회수 방법을 위해 구성된 루프의 상태를 나타내는 모식도이다.

Claims

벤젠 회수 유닛의 증류탑 상부 생성물 및 열매의 열 교환을 수행하는 제 1 단계; 및

제 1 단계에서 열 교환이 수행된 열매 및 납사 분해 공장 증류탑 하부 생성물의 열 교환을 수행하는 제 2 단계를 포함하는 벤젠 회수 유닛의 열량 회수 방법.
제 1 항에 있어서,

열매가 물 또는 유기 용매인 것을 특징으로 하는 방법.
제 2 항에 있어서,

유기 용매가 비페닐 혼합물인 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

벤젠 회수 유닛의 증류탑이 벤젠 분리탑, 재생 탑, 헥산 분리탑 및 C9 탄화수소 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상인 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

제 1 단계에서 교환되는 열량은 3 Gcal/hr 내지 30 Gcal/hr인 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

제 1 단계의 벤젠 회수 유닛의 증류탑 상부 온도를 90℃ 내지 125℃의 범위로 제어하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

제 1 단계에서 열 교환된 열매를 가압하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
제 7 항에 있어서,

열매의 가압은 증기 압축기를 사용하여 수행되는 것을 특징으로 하는 방법.
제 7 항에 있어서,

가압된 열매는 온도가 110℃ 내지 147℃이며, 압력이 1.5 KCA 내지 4.5 KCA인 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

납사 분해 공장의 증류탑은 에탄 분리탑, 프로판 분리탑, 부탄 분리탑, C3 탄화수소 분리탑 및 올리고머 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상인 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

제 2 단계에서 교환되는 열량은 3 Gcal/hr 내지 30 Gcal/hr인 것을 특징으로 하는 방법.
제 1 항에 있어서,

제 2 단계에서 열 교환을 수행한 열매를 벤젠 회수 유닛으로 회수하는 단계를 추가로 포함하는 것을 특징으로 하는 방법.